技术领域
[0001] 本
发明涉及石油化工领域，特别涉及丙烷脱氢产品气深冷分离装置和方法。
背景技术
[0002] 丙烯是一种重要的石油化工
基础原料，在国民经济中占有重要地位。前些年，国际上传统的生产丙烯产品的方法主要有石油产品裂解、石油产品催化裂化等。如今，丙烷催化脱氢、甲醇制烯
烃及甲醇制丙烯也成为生产丙烯的新的重要途径，在以往，丙烷主要来源于油田伴生气，产量比较低，有条件的地方可以作为轻烃
裂解炉的原料生产丙烯产品，大多数地区的丙烷由于不能形成规模而用作
液化气产品，再加上丙烷脱氢催化剂极其昂贵，国际上用丙烷脱氢生产丙烯的装置是凤毛麟
角；然而，随着
页岩气开采技术的不断进步和成熟，页岩气的开采量越来越大，开采页岩气的成本越来越低，从而伴生丙烷量越来越大，导致丙烷价格越来越低，通过丙烷催化脱氢生产丙烯的成本越来越低，用丙烷脱氢生产丙烯的装置也越来越多。目前国内国际实现工业化生产丙烷脱氢工艺有三家，国际上采用最多的有两种工艺，一家是UOP的移动床丙烷催化脱氢工艺，另一家是鲁姆斯的固定床丙烷催化脱氢工艺，而国内采用UOP移动床催化脱氢更多。无论是UOP移动床催化脱氢还是鲁姆斯的固定床丙烷催化脱氢，对于产品气分离制冷都是采用深冷分离技术。UOP采用丙烯制冷+两级膨胀机的深冷技术。由于丙烷脱氢产品气构成特点，有效回收氢气尾气中的方法就是深冷，在一定的压
力下将产品气降温到一定的
温度，使其中的
碳三组分液化而得以分离。国内投产和在建的UOP及鲁姆斯工艺的丙烷脱氢产品气分离压力再1.1MPa左右，鲁姆斯工艺用丙烯制冷+乙烯制冷的复叠制冷技术，最低制冷温度在-100℃左右；UOP工艺采则采用丙烯制冷+两级膨胀机的深冷技术，最低制冷温度-130℃，而氢气膨胀机造价高且制冷效果不好；膨胀降压后的粗氢去变压
吸附制氢单元还要再次压缩。传统的乙烯分离工艺都是采用丙烯制冷+乙烯制冷的复叠制冷方法，这种复叠制冷需要一台丙烯制冷机组和一台乙烯制冷机组共同完成。工艺设备多、制冷效果差、分离效果不够理想。
发明内容
[0003] 有鉴于此，本发明的目的在于提供一种工艺设备简化、制冷效果好、分离效果好的丙烷脱氢产品气深冷分离装置和方法。
[0004] 根据本发明的一个方面，提供了丙烷脱氢产品气深冷分离装置，包括产品气压缩干燥系统、冷箱换热器、脱炔烃二烯烃系统、脱乙烷系统和丙烯精馏塔，所述产品气压缩干燥系统与冷箱换热器连接，丙烷脱氢产品气压缩干燥后送入到冷箱换热器进行分级冷凝形成冷凝液和低温冷凝液，所述冷箱换热器与脱炔烃二烯烃系统的进料端连接，所述脱炔烃二烯烃系统的出料端与脱乙烷系统的输入端连接，所述冷凝液进入脱炔烃二烯烃系统脱除炔烃和二烯烃后送入脱乙烷系统，所述脱乙烷系统与冷箱换热器双向连接以接收低温冷凝液并向冷箱换热器输送气相轻组分，所述脱乙烷系统的输出端与丙烯精馏塔的输入端连接。
[0005] 在一些实施方式中，丙烷脱氢产品气深冷分离装置还包括混合冷剂制冷系统，所述混合冷剂制冷系统与冷箱换热器连接并形成
制冷回路。
[0006] 在一些实施方式中，所述脱乙烷系统包括低压脱乙烷塔和高压脱乙烷塔。
[0007] 在一些实施方式中，所述脱炔烃二烯烃系统包括脱炔烃二烯烃反应进料系统和脱炔烃二烯烃反应系统，所述冷箱换热器与脱炔烃二烯烃反应进料系统的进料端连接，所述脱炔烃二烯烃反应进料系统的出料端与脱炔烃二烯烃反应系统的进料端连接，冷凝液送入到脱炔烃二烯烃反应进料系统进行加压升温，后再送入到脱炔烃二烯烃反应系统进行加氢反应将炔烃、二烯烃转
化成丙烯或丙烷，所述脱炔烃二烯烃反应系统的输出端与脱乙烷系统的输入端连接。
[0008] 在一些实施方式中，丙烷脱氢产品气深冷分离装置还包括变压吸附装置，所述变压吸附装置与冷箱换热器连接以接收冷箱换热器输出的富氢尾气。
[0009] 根据本发明的另一个方面，提供了丙烷脱氢产品气深冷分离方法，包括如下步骤：
[0010] S1、丙烷脱氢装置产品气经过产品气压缩干燥系统提压及除
水以后送入冷箱换热器，经换热器换热降温将产品气降温到不同温度分别不同组分的冷凝液和低温冷凝液；
[0011] S2、将冷凝液送入脱炔烃二烯烃系统加压升温后进行加氢反应，脱除物料中炔烃及二烯烃后送入脱乙烷系统进行C3重组分和甲烷、乙烷轻组分的分离；
[0012] S3、脱乙烷系统中冷凝液中的液相重组分输送到丙烯精馏塔进行精馏，得到丙烯产品和循环丙烷。
[0013] 在一些实施方式中，所述S1中先将产品气冷凝到-15℃得到组分为90％以上的C3和少量C4+的冷凝液，再将产品气冷凝到-40℃得到组分为0.60～0.70％的H2、85％以上的C3及少量甲烷碳二的低温冷凝液。
[0014] 在一些实施方式中，所述脱炔烃二烯烃系统包括脱炔烃二烯烃反应进料系统和脱炔烃二烯烃反应系统，所述脱炔烃二烯烃反应进料系统将冷凝液加压升温后送入到脱炔烃二烯烃反应系统进行加氢反应，使产品气中的炔烃、二烯烃和氢气反应生成丙烯或丙烷。
[0015] 在一些实施方式中，所述脱乙烷系统包括低压脱乙烷塔和高压脱乙烷塔，所述脱炔烃二烯烃反应系统出口物料降温后进入高压脱乙烷塔将C3和甲烷、乙烷等轻组分进行分离，高压脱乙烷塔塔釜的C3送入丙烯精馏塔，所述高压脱乙烷塔塔顶含有碳三及甲烷、乙烷尾气经降温降压后送入低压脱乙烷塔。
[0016] 在一些实施方式中，所述低温冷凝液进入低压脱乙烷塔，所述低压脱乙烷塔塔釜物料经升温后进入丙烯精馏塔，所述低压脱乙烷塔塔顶的碳二及轻组分返回冷箱换热器复温进行
回收利用。
[0017] 本发明的有益效果是：本发明提出的丙烷脱氢产品气深冷分离工艺采用混合冷剂压缩制冷，可提供更广的制冷温度范围和更多的冷剂温度级别，调整冷剂配比可以满足丙烷脱氢产品气组分
波动及不同分离工艺的制冷要求。丙烷脱氢产品气在多个温度级别冷剂下被冷凝为不同温度不同组分液体，使得换热器中热流和冷流之间的
传热温差始终较低，降低装置的操作能耗；而且只需要一台
制冷压缩机，减少了动设备数量，比常规的制冷分离工艺减少大量的设备投资及操作维护
费用。
附图说明
[0018] 图1为本发明一实施方式的丙烷脱氢产品气深冷分离装置的工艺
流程图；
[0019] 图2为图1所示丙烷脱氢产品气深冷分离装置的冷箱换热器的结构示意图。
具体实施方式
[0020] 下面结合附图对发明作进一步详细的说明。
[0022] 图1和图2示意性地显示了根据本发明的一种实施方式的丙烷脱氢产品气深冷分离装置。
[0023] 参照图1和图2，丙烷脱氢产品气深冷分离装置包括产品气压缩干燥系统1、冷箱换热器2、脱炔烃二烯烃系统3、混合冷剂制冷系统4、脱乙烷系统5、丙烯精馏塔6和变压吸附装置7。产品气压缩干燥系统1与冷箱换热器2连接，丙烷脱氢产品气经产品气压缩干燥系统1压缩干燥后送入到冷箱换热器2进行分级冷凝形成冷凝液和低温冷凝液。冷箱换热器2与脱炔烃二烯烃系统3的进料端连接，脱炔烃二烯烃系统3的出料端与脱乙烷系统5的输入端连接。冷凝液进入脱炔烃二烯烃系统3脱除炔烃和二烯烃后送入脱乙烷系统5，脱乙烷系统5与冷箱换热器2双向连接，脱乙烷系统5接收冷箱换热器2输出的低温冷凝液和脱炔烃二烯烃系统3输出的物料并进行气液分离。脱乙烷系统5分离出的气相轻组分返回冷箱换热器2复温后可作为
燃料气系统的燃料。脱乙烷系统5的输出端与丙烯精馏塔6的输入端连接，脱乙烷系统5输出的液相组分送入到丙烯精馏塔6进行精馏。变压吸附装置7与冷箱换热器2连接以接收冷箱换热器2输出的富氢尾气。
[0024] 冷箱换热器2可以包括一级换热器21、二级换热器22、一级气液分离器23和二级气液分离器24。产品气压缩干燥系统1的输出端与一级气液分离器23的输入端连接，产品气压缩干燥系统1输出的产品气经一级换热器21冷凝到-15℃后送入到一级气液分离器23进行气液分离。一级气液分离器23分离出的液相物料为组分为90％以上C3和少量C4+的冷凝液，一级气液分离器23的液相输出端与脱炔烃二烯烃系统3连接并能将冷凝液输送到脱炔烃二烯烃系统3。一级气液分离器23的气相输出端与二级气液分离器24的输入端连接，一级气液分离器23输出的气相物料经二级换热器22冷凝到-40℃后送入二级气液分离器24进行气液分离。二级气液分离器24分离出的液相为组分为0.60～0.70％的H2、85％以上的C3及少量甲烷，气相则为富氢尾气。二级气液分离器24液相输出端与脱乙烷系统5连接，二级气液分离器24气相输出端与变压吸附装置7连接。
[0025] 混合冷剂制冷系统4与冷箱换热器2连接并形成制冷回路。混合冷剂制冷系统4采用混合冷剂是由甲烷、乙烯、丙烷、异戊烷、氮气等组分不同比例混合在一起的制冷冷剂，可以提供5℃至零下190℃温度范围的冷量。本发明
专利具体组分为甲烷10～15％、乙烯40～45％、丙烷12～25％、异戊烷10～18％和氮气5～8％。
[0026] 混合冷剂制冷系统4由一台
制冷压缩机组、冷剂平衡罐及节流
阀组成。
[0027] 脱炔烃二烯烃系统3包括脱炔烃二烯烃反应进料系统31和脱炔烃二烯烃反应系统32。冷箱换热器2与脱炔烃二烯烃反应进料系统31的进料端连接，脱炔烃二烯烃反应进料系统31的出料端与脱炔烃二烯烃反应系统32的进料端连接。冷凝液送入到脱炔烃二烯烃反应进料系统31进行加压升温，后再送入到脱炔烃二烯烃反应系统32进行加氢反应将炔烃、二烯烃转化成丙烯或丙烷，脱炔烃二烯烃反应系统32的输出端与脱乙烷系统5的输入端连接。
[0028] 脱乙烷系统5包括低压脱乙烷塔51和高压脱乙烷塔52。低压脱乙烷塔51与脱炔烃二烯烃反应系统32连接以接收脱炔烃二烯烃反应系统32输出的气相物料。高压脱乙烷塔52与脱炔烃二烯烃反应系统32连接以接收脱炔烃二烯烃反应系统32输出的液相物料。低压脱乙烷塔51的输出端和高压脱乙烷塔52的输出端均与丙烯精馏塔6的输入端连接并向丙烯精馏塔6输送液相物料。低压脱乙烷塔51的进料端与二级气液分离器24液相输出端连接以接收低温冷凝液。高压脱乙烷塔52与低压脱乙烷塔51连接，高压脱乙烷塔52塔顶产生的含有大量C3的尾气输送到低压脱乙烷塔51。
[0029] 实施例2
[0030] 丙烷脱氢产品气深冷分离方法，包括如下步骤：
[0031] S1、丙烷脱氢装置产品气经过产品气压缩干燥系统1提压及除水以后送入冷箱换热器2，经换热器换热降温将产品气降温到不同温度分别不同组分的冷凝液和低温冷凝液；
[0032] 冷箱换热器2的一级换热器21先将产品气冷凝到-15℃，再送到一级气液分离器23进行气液分离得到组分为90％以上的C3和少量C4+的冷凝液，气相经二级换热器22冷凝到-40℃后送到二级气液分离器24进行气液分离，得到组分为0.60～0.70％的H2、85％以上的C3及少量甲烷的低温冷凝液及含有大量H2的富氢尾气。
[0033] S2、将冷凝液送入脱炔烃二烯烃系统3加压升温后进行加氢反应，脱除物料中炔烃及二烯烃后送入脱乙烷系统5的高压脱乙烷塔52进行C3重组分和甲烷、乙烷轻组分的分离。
[0034] 脱炔烃二烯烃系统3包括脱炔烃二烯烃反应进料系统31和脱炔烃二烯烃反应系统32。脱炔烃二烯烃反应进料系统31将冷凝液加压至3.5MPa升温至45℃左右后送入到脱炔烃二烯烃反应系统32进行加氢反应，使产品气中的炔烃、二烯烃和氢气反应生成丙烯或丙烷。
[0035] S3、脱乙烷系统5中冷凝出的液相组分输送到丙烯精馏塔6进行精馏，在催化剂作用下，炔烃、二烯烃和氢气反应生成丙烯、或者丙烷。得到丙烯产品和循环丙烷。循环丙烷从丙烯精馏塔6的塔釜采出，在低压下
汽化制冷后作为丙烷脱氢的原料进入加热系统。
[0036] 脱乙烷系统5包括低压脱乙烷塔51和高压脱乙烷塔52，脱炔烃二烯烃反应系统32出口物料降温后进入高压脱乙烷塔52将C3和甲烷、乙烷等轻组分进行分离，高压脱乙烷塔52塔釜的C3送入丙烯精馏塔6，高压脱乙烷塔塔顶的部分碳三及甲烷、乙烷尾气经降温降压后送入低压脱乙烷塔51。
[0037] 高压脱乙烷塔52内的压力为1.8～2.5MPa，在高压脱乙烷塔52中，冷凝液中的液相重组分由于重力流向塔底，冷凝液中的轻组分甲烷乙烷等
气化成气体从脱乙烷塔流出，从而实现C3和甲烷、乙烷等轻组分的分离。高压脱乙烷塔52塔釜的混合碳三物料靠自身压力进入丙烯精馏塔6，气相组分送入低压脱乙烷塔51作为低压脱乙烷塔51的进料。二级气液分离器24分离出的低温冷凝液也送入到低压脱乙烷塔51内作为低压脱乙烷塔51的进料。低压脱乙烷塔51塔釜的混合碳三物料经
泵送出，再经升温后进入丙烯精馏塔6。低压脱乙烷塔51塔顶的碳二及轻组分返回冷箱换热器复温至常温后可进入燃料气系统进行燃烧。
[0038] 进入丙烯精馏塔6的混合碳三在丙烯精馏塔6内被分离成丙烯产品和循环丙烷，丙烯产品从丙烯精馏塔6的塔顶采出，循环丙烷从丙烯精馏塔6的塔釜采出，在低压下汽化制冷后作为丙烷脱氢的原料进入加热系统。
[0039] S4、深冷后得到的低温富氢尾气经复热后送到变压吸附装置7制取氢气。
[0040] 本发明公开了一种丙烷脱氢产品气深冷分离工艺。针对丙烷脱氢产品气组分的沸点不同，在不同温区采用低温精馏的方式进行分离，并采用混合冷剂制冷替代原复叠制冷。新的分离工艺系统包括原料气压缩及干燥系统、脱炔脱二烯烃反应器、主换热器、脱乙烷塔系统、丙烯精馏塔、制冷系统以及变压吸附提氢系统。制冷系统采用混合冷剂制冷，采用不同的冷剂组合进行逐级冷凝、
蒸发得到不同温度级冷量，达到原料气组分逐步冷却和液化分离目的。该工艺方法操作简便，减少了动设备数量，投资及维护费用降低，与原工艺方法相比装置的操作能耗降低10％，具有良好的节能效果及经济效益。
[0041] 以上所述的仅是本发明的一些实施方式。对于本领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明创造构思的前提下，还可以做出若干
变形和改进，这些都属于发明的保护范围。
